一種催化裂化汽油的處理方法與流程

2023-05-19 10:12:06

本發明涉及一種催化裂化汽油的處理方法。

背景技術：

隨著環保要求的提高，我國對車用汽油硫含量的要求日益嚴格。根據車用汽油國家標準GB 17930，從2018年1月1日起車用汽油硫含量不大於10ppm。催化裂化汽油吸附脫硫技術因其脫硫率高、辛烷值損失小得到了廣泛應用。

隨著環保要求的日益提高，汽油產品烯烴含量的要求也越來越嚴格，因而需要開發利於降低輕汽油烯烴含量同時提高其辛烷值的方法。專利CN 103773479A公布了一種生產清潔汽油的方法，其技術特徵是：在精製反應器中將汽油原料與吸附脫硫催化劑接觸，吸附脫除汽油中的硫化物，同時選擇性加氫反應脫除汽油中的二烯烴，精製後的汽油引入醚化反應器，在固體強酸性催化劑的作用下，汽油中的烯烴與醇反應生成醚。該專利優選的方法是將吸附脫硫後的汽油引入分餾塔中分餾出輕汽油餾分和重汽油餾分，將分餾切割點在50～75℃的輕汽油餾分引入醚化反應器。

研究認為，專利CN 103773479A中的醚化原料分為兩種：第一種是將全汽油餾分引入醚化反應器，這種方法因為適於發生醚化反應的烯烴佔全汽油餾分比率低導致醚化效率低、能耗高，在實際工業生產中不具備實用性。第二種方法即為其所公布的優選方法，將吸附脫硫後的汽油引入分餾塔中分餾出輕汽油餾分和重汽油餾分，將分餾切割點在50～75℃的輕汽油餾分引入醚化反應器，這種方法因需要進行輕重汽油餾分的切割，需增加分餾塔並消耗大量的能源，導致投資大幅增加、操作能耗也大幅增加。

技術實現要素：

本發明的目的是提供一種催化裂化汽油的處理方法，該方法能夠在節省能耗的前提下降低催化裂化汽油的硫含量並將其中的烯烴進行利用。

為了實現上述目的，本發明提供一種催化裂化汽油的處理方法，該方法包括：a、將催化裂化汽油和氫氣預熱後送入脫硫反應器與吸附脫硫催化劑接觸並在400-440℃下進行吸附脫硫反應，得到脫硫產物；b、將步驟a中所得脫硫產物降溫到110-150℃後，直接進入熱產物氣液分離罐進行氣液分離，得到熱高分氣體和熱高分液體；c、將步驟b中所得熱高分氣體降溫到35-45℃後，直接進入冷產物氣液分離罐進行氣液分離，得到冷高分氣體和冷高分液體；d、將步驟c中所得冷高分液體與甲醇在醚化催化劑的作用下進行醚化反應，得到醚化產物。

優選地，該處理方法還包括：將步驟a中所述催化裂化汽油和氫氣在預熱前與步驟a中所得脫硫產物換熱。

優選地，該處理方法還包括：將步驟b中所得熱高分液體進行脫液化氣處理，得到汽油產品和液化氣。

優選地，該處理方法還包括：將步驟c中所得冷高分氣體循環回脫硫反應器中進行吸附脫硫反應。

優選地，該處理方法還包括：將步驟d中所得醚化產物進行催化蒸餾，使其中未反應的所述冷高分液體進行進一步轉化以及使醚化產物進行分離。

優選地，其中，所述脫硫反應器為流化床反應器。

優選地，其中，所述吸附脫硫催化劑含有鋅、鎳、矽和鋁。

優選地，其中，所述吸附脫硫的條件還包括：壓力為2.2-3.5兆帕，體積空速為3.0-7.2小時-1，氫油體積比為(0.1-0.8)：1。

優選地，其中，所述醚化催化劑含有選自離子交換樹脂、雜多酸和分子 篩中的至少一種。

優選地，其中，所述醚化反應的條件為：溫度為50-80℃，壓力為0.5-1.0兆帕，體積空速為0.4-0.8小時-1，醇烯質量比為(0.6-4)：1。

本發明提供的催化裂化汽油的處理方法，在脫硫反應器內部裝有吸附脫硫催化劑，催化裂化汽油原料與氫氣在脫硫反應器內部發生吸附脫硫反應，脫除其中的硫和氮等雜質，能夠較好地滿足汽油脫硫要求。

本發明將吸附脫硫與醚化過程相結合，具有如下優點：採用吸附脫硫使得原料中烯烴飽和率降低，避免可醚化的輕汽油中的烯烴發生加氫飽和反應，為醚化反應提供更多的原料，保證經濟性；吸附脫硫過程脫除了S、N、鹼性物質和金屬等雜質，避免這些雜質對醚化催化劑的毒害作用；冷高分液體中含可醚化烯烴的濃度高，有利於減少醚化過程的設備投資和操作費用。

另外，本發明的方法無需設置分餾塔對脫硫產物進行分餾，而是採用直接降溫分離，將脫硫產物中的烯烴分離出來，進行醚化反應，不僅降低了因採用分餾塔進行產物分離的能耗，而且還降低了裝置的投資。

本發明的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。

附圖說明

附圖是用來提供對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。在附圖中：

圖1是本發明方法的一種具體實施方式所採用吸附脫硫裝置的示意圖。

附圖標記說明

1 催化裂化汽油 2 外來新氫 3 泵 5 含氫氣體

6 混氫原料 7 原料換熱器 8 熱產物 9 加熱爐

11 脫硫反應器 12 過濾器 13 脫硫產物 14 熱高分氣體

15 冷產物氣液分離罐 16 熱產物氣液分離罐 17 熱高分液體

18 冷高分氣體 19 壓縮機 20 吸附反應產物冷卻器

21 冷高分液體 22 醚化過程 23 醚化產物 24 水冷器

25 回流罐罐頂氣體 26 穩定塔頂回流罐 27 穩定塔回流泵

28 穩定塔 29 穩定塔底冷卻器 30 泵 31低硫催化裂化汽油產品

具體實施方式

以下結合附圖對本發明的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本發明，並不用於限制本發明。

本發明提供一種催化裂化汽油的處理方法，該方法包括：a、將催化裂化汽油和氫氣預熱後送入脫硫反應器與吸附脫硫催化劑接觸並在400-440℃下進行吸附脫硫反應，得到脫硫產物；b、將步驟a中所得脫硫產物降溫到110-150℃後，直接進入熱產物氣液分離罐進行氣液分離，得到熱高分氣體和熱高分液體；c、將步驟b中所得熱高分氣體降溫到35-45℃後，直接進入冷產物氣液分離罐進行氣液分離，得到冷高分氣體和冷高分液體；d、將步驟c中所得冷高分液體與甲醇在醚化催化劑的作用下進行醚化反應，得到醚化產物。

本發明的處理方法還可以包括：將步驟a中所述催化裂化汽油和氫氣在預熱前與步驟a中所得脫硫產物換熱。所述換熱的過程是本領域技術人員所熟知的，可以在換熱器中進行，本發明不再贅述。

本發明的處理方法還可以包括：將步驟b中所得熱高分液體進行脫液化氣處理，得到汽油產品和液化氣。所述脫液化氣處理是本領域技術人員所熟知的，是指將熱高分液體送入穩定塔將熱高分液體中所溶解的液化氣分離出 來。

本發明的處理方法還可以包括：將步驟c中所得冷高分氣體循環回脫硫反應器中進行吸附脫硫反應。所述冷高分氣體的主要組成是氫氣，含有少量的C4以下的其它氣體，因此可以送入脫硫反應器中作為供氫原料。

本發明的處理方法還可以包括：將步驟d中所得醚化產物進行催化蒸餾，使其中未反應的所述冷高分液體進行進一步轉化以及使醚化產物進行分離。所述催化蒸餾是本領域技術人員所熟知的，本發明不再贅述。

根據本發明，所述脫硫反應器是本領域技術人員所熟知的，可以為固定床反應器、流化床反應器或移動床反應器，本發明優選採用流化床反應器，進一步優選採用氣固流化床反應器。

根據本發明，所述吸附脫硫反應是指通過吸附反應脫除汽油原料中硫和氮等雜質，該吸附脫硫反應與選擇性加氫反應機理的不同之處在於能夠通過補充新氫來調節含氫氣體的氫純度，促使脫硫反應器內發生利於脫除硫和氮等雜質的吸附反應，而控制原料催化裂化汽油中烯烴組份發生烯烴加氫反應的程度，減少反應產物的烯烴和辛烷值的損失，其條件還可以包括：壓力為2.2-3.5兆帕，體積空速為3.0-7.2小時-1，氫油體積比為(0.1-0.8)：1。所述吸附脫硫催化劑也是本領域技術人員所熟知的，可以含有鋅、鎳、矽和鋁等組分，也可以含有本領域技術人員所熟知的其它催化劑組分，本發明不再贅述。

根據本發明，所述熱產物氣液分離罐和冷產物氣液分離罐是本領域技術人員所熟知的，可以將待分離的氣液混合產物送入其中並在一定溫度下在2-3兆帕的壓力下進行氣液分離。本發明通過適宜的換熱溫度控制，優選在熱產物氣液分離罐實現氣體與脫硫產物的氣液分離，在冷產物氣液分離罐實現氣體與熱高分氣體的氣液分離。這種分離方式能夠避免脫硫產物中的重汽油進入冷高分液體，保證冷高分液體中可醚化烯烴維持較高的濃度，有利於 減少醚化過程的設備投資和能耗。冷產物氣液分離罐底分離出的冷高分液體已脫除硫和氮等雜質，不會對醚化催化劑產生毒害作用，適宜作為醚化原料。特別是該溫度壓力下分離出的輕汽油中富含2-甲基-1-丁烯和2-甲基-2-丁烯等異戊烯組份，是醚化反應的理想原料。

根據本發明，所述醚化反應是指將烯烴與醇進行雙鍵飽和反應，生產醚的反應過程。由於醚化產物的辛烷值遠高於烯烴，可以為汽油產品提供了良好的高辛烷值組分。2-甲基-1-丁烯和2-甲基-2-丁烯等的烯烴組份與甲醇進行醚化反應能生成比這些單體烯烴較低蒸汽壓和較高辛烷值的醚化物，如：1-戊烯的蒸汽壓85041pa(25℃)、研究法辛烷值97.9，而其醚化物(甲基叔戊基醚)的蒸汽壓為19300Pa、研究法辛烷值111。其反應條件可以為：溫度為50-80℃，壓力為0.5-1.0兆帕，體積空速為0.4-0.8小時-1，醇烯質量比為(0.6-4)：1。所述醚化催化劑也是本領域技術人員所熟知的，例如，可以含有選自離子交換樹脂、雜多酸和分子篩中的至少一種。

下面將結合附圖通過實施例來進一步說明本發明，但是本發明並不因此而受到任何限制。本發明實施例所採用的儀器和試劑，如果沒有特別說明，均為本領域常規的儀器和試劑。

如圖1所示，本發明的方法可以分為三步：

A、催化裂化汽油1經進料泵3升壓至3.2-4.0MPag後與含氫氣體5混合，混氫原料6先與反應產物在原料換熱器7換熱後，再經加熱爐9升溫至400-440℃後從裝有吸附脫硫催化劑的脫硫反應器11底部進入，在脫硫反應器內部自下而上流動並發生吸附反應脫除硫和氮等雜質。脫硫反應器頂部設置過濾器12，吸附脫硫後的反應產物在頂部經過濾器12分離出其中攜帶的吸附脫硫劑粉塵後進入分離過程B。其中，脫硫反應器11的反應溫度為400-440℃，反應壓力為2.2-3.5MPag，體積空速為3.0-7.2h-1，氫油體積比為(0.1-0.8)：1。

B、自脫硫反應過程A來的脫除硫和氮等雜質的脫硫產物13經原料換熱器7換熱冷卻到110-150℃後進入熱產物氣液分離罐16中進行氣液分離，熱產物氣液分離罐16上部分離出的熱高分氣體14經吸附反應產物冷卻器20冷卻到35-45℃後進入冷產物氣液分離罐15分離，而熱產物氣液分離罐16底部分離出的熱高分液體17則送至穩定塔28分離。穩定塔28塔頂分離得到的氣體經水冷器24冷卻後送至穩定塔頂回流罐26，並作為冷回流經穩定塔回流泵27打回穩定塔28，本裝置不產液態液化氣，但可通過降壓後產生部分氣體與回流罐罐頂氣體混合後送出裝置以回收C5組分；穩定塔頂回流罐26罐頂富含液化氣的氣體送至燃料氣系統。穩定塔28塔底分離得到的低硫催化裂化汽油產品31先經穩定塔底冷卻器29冷卻後再由泵30壓送出裝置。

冷產物氣液分離罐15頂部分離得到的冷高分氣體18經壓縮機19壓縮後循環回到過程A，並通過補充自界區外來新氫2調整為適宜氫純度的含氫氣體5；冷產物氣液分離罐15底部分離得到輕汽油則送至醚化過程22；

冷產物氣液分離罐15罐底分離出適宜作醚化原料的冷高分液體；其適宜的操作溫度為35-45℃，壓力為2.2-2.7MPag。

C、自分離過程B冷產物氣液分離罐15罐底分離來的冷高分液體21則送至醚化過程C。醚化的工藝過程如下：

自分離過程B來的冷高分液體先與脫鹽水逆流接觸以脫除輕汽油中的鹼性物質和金屬離子後進入水洗沉降罐。水洗後的冷高分液體和甲醇按照適宜的比例各自由泵升壓進入冷高分液體-甲醇混合器混合，混合後物流經加熱後至裝有離子交換樹脂的醚化反應器，將其中可醚化的烯烴轉化為醚化產物。醚化反應器通常設置兩臺，通過流程調整可串聯操作又可並聯操作。醚化反應器底部反應產物經換熱後進入催化蒸餾塔，催化蒸餾可使催化反應與蒸餾過程在同一設備中同時進行，實現可醚化烯烴的深度轉化和醚化反應產 物的分離。醚化後反應產物中的殘餘異戊烯，在催化蒸餾塔的反應段和甲醇繼續反應，而生成的甲基叔戊基醚醚化產物即時被分離，從而使合成甲基叔戊基醚的反應持續進行，可達到異戊烯的深度轉化。甲醇和剩餘C5餾分所形成的低沸點共沸物則從催化蒸餾塔頂餾出至水洗萃取塔，從萃取塔頂分離出基本不含甲醇C5餾分，萃取塔底的萃取液是含微量烴類的甲醇水溶液，送至甲醇回收塔。甲醇回收塔塔頂回收的甲醇和塔底回收的水循環使用。從催化蒸餾塔塔底分離出的基本不含甲醇的高辛烷值醚類產品先與催化蒸餾塔進料換熱，再經冷卻器冷卻後送出。

醚化過程C中醚化反應器反應壓力可以為0.5-1.0MPag，反應溫度可以為45-55℃，體積空速可以為0.4-0.8h-1。催化蒸餾塔溫度可以為55-80℃，壓力可以為0.2-0.6MPag，叔戊烯轉化率可達90-95％。

自吸附脫硫裝置中冷產物氣液分離罐分離出的冷高分液體，因已在脫硫反應器中發生吸附反應脫除硫和氮等雜質並含適宜烯烴組份，適宜作為醚化原料。採用本發明的吸附脫硫裝置生產高辛烷值輕汽油的方法，既能利用吸附脫硫裝置生產出的已脫除硫和氮等雜質且含適宜烯烴組份的冷高分液體，又能將此部分冷高分液體結合醚化工藝生產出低催化烯烴含量和蒸汽壓而具有較高辛烷值的汽油調和組份。